煤制氢装置工艺设计分析说明书模板

1、浙江 X X X X X X 有限公司培训教材煤制氢装置工艺说明书O O 年九月技术资料专业分享第一章 概 述设计原则本装置设计以无烟煤、 蒸汽、空气为主要原料生产水煤气， 然后 经过一系列的净化变换处理生产工业氢气；生产规模： 30000Nm/h工业氢气。本装置采用成熟、 可靠、 先进的技术方案， 合理利用能源， 降低 能耗， 节省投资。认真贯彻国家关于环境保护和劳动法的法规和要求， 认真贯彻 “安全第一、 预防为主”的指导思想，对生产中易燃易爆、有毒有害 的物质设置必要的防范措施，三废排放要符合国家现行的有关标准和法规。采用 DCS 集散型控制系统。装置概况及特点装置概况本装置技术采用固定

2、床煤气发生炉制气、 湿法脱硫、全低温变换、 变压吸附VPSA 脱碳和（ PSA 提纯氢气的工艺技术路线， 其中的变压 吸附脱碳和提氢技术采 用上海华西化工科技有限公司的专有技术。本装置由原料煤储运工序、 固定床煤气发生炉制水煤气工序、 水 煤气脱硫工序、水煤气压缩工序、全低温变换工序、变换气脱硫工序、 变压吸附脱碳和提氢工序、造气和脱硫循环水处理工序以及余热回收等部分组成。装置组成原料煤储运造气气柜水煤气脱硫水煤气压缩全低温变换- 变换气脱硫 - 变压吸附脱碳- 变压吸附提氢生产规模制氢装置的生产规模为 30000Nm/h ，其中 0.6MPa 产品氢 7000 Nrr/h , 1.3 MPa

3、 产品氢 23000 Nm 3/h 。装置的操作弹性为 30 110% 年生产时数 为 8000 小时。物料平衡简图本装置的界区自原料煤库出来的第一条输煤皮带的下料开始， 至 产品氢出口的最后一个阀门为止。界外界外ACO2 .T J VPSA、折.1U-i 明t ? i6MPa1.3MPaa VPSA；K用i说碳注：以上所有虚线框内的单元均属于本装置的界区Tn佩包沐VP SA M怩纯装置特点:本装置选用国内研制成功的新型催化剂和先进的工艺流程及设 备，能有效的降低生产成本和能耗，提高了装置运转的可靠性。煤储运装置的特点贮煤方式：本装置以干煤棚贮煤与露天堆场贮煤相结合，其中干煤棚可贮煤约5000

4、吨，可供气化装置连续运行约10天，再考虑露天堆场的贮煤量，总贮煤量可供运行15天左右。同时干煤棚的半封闭结构有利于 空气流通，其内 部的倒运设备连续的运行操作均大大降低了煤堆自燃发生的可能性。运煤系统及筛分设备:输煤系统采用单路输送气化用煤；系统采用集中操作方式，同时在控制室显示。系统的主要设备 之间采用联锁 方式控制，逆流开车，顺流停车。也可切换为单机操作， 在系统线路上设置判断故 障保护装置。各调设备兼有就地手动开关， 以便单机调试。式输送机沿线每隔40米安装一组有能复位的双向拉绳开关，置于带式输送机沿运行通道内侧的适当位置。当带式输送机出现故障时，操作人员可在带式输送机的任何部位拉动拉绳

5、开关，切断电源使设备停车；此外当发出开车信号后，如现场不允许开车，也可以拉动拉绳开关，制止起动，避免发生设备和人身事故。运煤系统的带式输送机选用Y系列三相异步电动机与DCY型硬齿面圆锥圆柱减速机配合的驱动装置，优点为转动惯量大，强度高， 且维修时更换 零部件方便。煤的计量通过在带式输送机上安装的电子皮带秤来完成， 便于正常生产时成本等技术经济指标的统计和核算。在煤栈桥中转站的筛分楼顶面设置了除尘系统，既改善了现场 的操作环境， 排放气质量也达到了环保要求。2.5.2 造气装置的特点2.8 米的固定床间 氢气的要求。2.521 造气炉炉型：根据用气量、制氢成本等因素，本装置选择 $歇煤气炉。 9

6、 台炉子（ 8 开 1 备）可满足生产30000NmVh 2.5.2.2 造气流程的选用：制气工艺流程等同于一般煤化工企业造气流程， 九台 $ 2800 造气炉以四炉为一组，中间位置的 5# 炉可切换并入任何一个炉组。每个炉组共用一台风机、一台煤气显热回收器（热管式锅炉） ，水煤气经由显热回收器、煤气总管和洗气塔进入气柜； 共三台空气鼓风机，可 相互切换替用；共两组油泵站，每炉组配置一套；原料自煤库、筛分 装置由输送带 送至 四楼， 经输送带皮带秤计量后入各炉的料仓， 由各炉的加煤机加入炉中；气柜采用容积一万方的三节钟罩式的湿式气柜，三节钟罩全升起时气柜静压约 400mm 水柱。为提高入炉蒸汽

7、的分解率， 降低蒸汽和煤消耗， 所有入炉蒸汽均 采用过热蒸汽， 蒸汽的过热热源来自煤气本身的热量。2.5.2.3 造气三位一体DCS 综合控制系统的应用造气工序采用先进的三位一体DCS 综合控制系统：采用“机电一体化自动加煤技术”，每天可减少因人工加煤造成的单炉停炉时间约 60 分钟，既增加了造气炉的有效制气时间又减 少或避免了造气炉的显热损失， 使造气生产的安全得到了保证； 同时应用自动加煤后可使造气生产中每个循环减少纯吹风时间约 3 秒钟左右，这既能节煤，又能增加产气量。另外机电一体化自动加煤改人 工集中大量加煤（ 1200kg 左右）为每个循环下吹阶段少量加煤（每 次 75kg 左右）

8、,这样使煤燃烧更充分， 灰渣的残炭量大幅下降， 降低了煤耗。采用造气生产综合优化控制技术， 实现煤造气生产过程的程序控制、阀位检测和报警连锁，实现自动加煤的炭层高度和加煤量控制， 实现自动下灰及炉盘转速和下灰量的控制， 实现吹风时间及上、 下吹制气时间和入炉蒸汽流量及蒸汽分解率的优化控制， 实现水夹套及汽包液位自动调节，实现鼓风机和油压系统的管理、 报警和联锁，最终达到煤造气整个系统的稳产、高产、低耗和安全，确保了造气炉况的 优化与稳定，降低了单位产品的煤耗，节能效果明显。采用完善可靠的油压控制系统，实现油压控制阀门的快速切换，延长了有效的制气时间，提高了单炉的产气量。2.524 加煤方式的选

9、择造气原料煤的输送采用皮带自动输送，上煤输送中转站设置筛分装置，确保造实现造气煤仓加煤的自动化。 考虑同时设计了人工吊碳加煤装置， 确保在自动化加煤装置出现故障时能实现制气过程的连续稳定。2.5.2.5 造气装置安全设施设计技术的综合利用造气装置最大的危险是系统中氧含量高。 系统工作时处于正压压缩机抽负。防氧和行过风过阀下防设计了油压安全联锁的吹,排除了因设备故障造成氧高的安全隐患。造气装置采用安全可靠、性能稳定的液压驱动阀门，主要液压阀都采用阀门阀位监测装置，同时油压系统采用油压和油位报警装操作吹风气回收阀都液位连锁停炉保造气除尘器各排灰口油压圆盘阀设计为手控油压阀控制，位置在一楼，防止出灰

10、时因联络出错而发生误操作。与共用煤气总管相连的煤气总阀和与共用吹风气总管相连的采用双阀，保证安全和维修时切断的方便。造气水夹套给水汽包和煤气显热回收器给水汽包还设置过低护措施，确保锅炉系统运行的本质安全。气柜设置高度高低位报警装置，并设计高位自动放空装置，防止气柜过高冒仪表形 式上选用三选二仪表，最大限度地提高气柜运行时的安全系数。在装置的相应部位设置了安全阀、防爆板、置换放空管等安全装置元件。2.526 造气装置附属设备的选用上行煤气除尘器：采用高效铸铁除尘器，利用精确铸造的旋涡结构保证旋风分离的 气体速度，改分离和沉降。显热回收器在造气水煤气显热回收器结构形式的选择上，采用 RLG 型组合

11、式1/3 ? 1/4, 系统热管表面渗入镍铬合金， 大耐高煤气洗涤冷却水耗量。水煤气气柜煤气气柜的作用主要是储存煤气，考虑到造气工序造气炉的间歇特性和投资、煤气气柜采用 1 个 10000m 3 规格的直升直降式湿式气柜。余热回收装置的特点本装置采用一套三废混燃炉余热回收系统。 三废混燃炉不仅回收造气吹风气中约 9% 可燃组分的化学热及物理显热（ 250 C） 、变压吸附提氢装置解析气中约 50% 可燃组分的化学热，还燃烧掉约含14% 残C 量的造气炉所产生的全部炉渣（造气炉渣与含C 约 75% 的无烟粉煤末以 2: 1 的比例进行配比，制成热值约为 2900kcal/kg 的混合料在三废炉底

12、进行燃烧），真正做到对造气废物的 “榨尽吃干”，同时生产出 2.5MPa? G 280 C 的过热蒸汽约 40t/h , 除能满足整个煤制氢装置 的用汽需求，多余的蒸汽还能输送给外界的蒸汽总管， 经济效益显著； 同时避免了吹风气、提氢解析气、造气灰渣直接外排对环境的污染， 环保效果显著。三废流化混燃炉是第三代造气吹风气回收装置， 和第二代吹风气回收装置相比有很大的优势，主要体现在以下几点：安全性能高：三废流化混燃炉是以造气炉渣（或煤）为点火源，炉内始终长明火，爆炸的因素已排除，彻底改变了造气吹风气回收运行的不安全状态，克服了造气吹风气回收的爆炸现象。一炉多用、减少投资、便于管理：综合煤化工企业

13、，一台三废流化混燃炉就能达到全厂蒸汽自给。从三废混燃炉底出来的炉渣含C 量仅为3% 灰分含量占97%,一天所产生的炉渣量有 70 多吨，可送水泥厂、砖瓦厂做建材；三废 混燃炉炉顶出来的高温烟气组分主要是 CO、 M 及 H2O 气，另外含有少量的 SQ 及夹带的粉尘，烟气经锅炉装置回收热量后，由布袋除尘 器除尘（除尘效率可达 99% ） ,再送动力站脱硫，达标后排放，解决 了造气生产废气、废渣、废灰综合治理的难题，保护了环境，治理了 现场。同时还可将制氢等生产过程中其它工序的低热值废气一起处理 掉，实现循环经济和环保效益的最佳配置。燃烧系统阻力低、不积灰、提高造气吹风效率。三废流化混燃炉是隔离

14、燃烧，集中分离，集中热量回收，根本不存在锅炉排管的磨损和冷热不均产生应力而导致设备损坏的问题， 因此三废流化混燃炉运行周期较长， 生产稳定性突出，节能效果明显。脱硫装置的特点流程的优化因脱硫系统是粗煤气初步净化的过程，系统中含有大量的煤灰及 焦油、硫磺、富盐等多种杂质，为确保煤制氢装置的长周期连续稳定运行，脱硫系统采用两套双塔串联流程装置， 正常作业方式为并联运 行，单套装置的设计负荷按总负荷的 75% 设计；开双塔时可脱高硫，开单塔可脱低硫，这样既可以有计划的按作业周期的长短安排每套装 置的检修和系统清理， 又可以提高整个装置的操作弹性。 由于设计中采用了双塔串联流程， 可以脱除用高硫煤制取

15、的水煤气H 2S 至设计指标，使该装置对煤种的适应性较强，另外图硫煤与低硫煤之间存在一定的差价，可以节约原料成本，具有较好的经济效益。2.542 PDS 600 脱硫的工艺特点脱硫原理：气体中的 HS 溶于脱硫液后，首先与脱硫液中的碱反应H2S + Na 2CO = NaHS + NaHCQ在催化剂作用下，生成的 NaHS 又与溶液中的氧发生氧化析硫反应，生成单质硫和碳酸钠。 在脱硫塔内由于煤气中氧含量不足， 溶液中生成的单质硫是不多的，所以当溶液吸收了足量的 H2S 后，溶液就失去了继续吸收的能力。再生原理：为恢复溶液吸收 HzS 的能力，就必须对溶液进行再生， 再生过程主 要发生氧化析硫反

16、应： NaHS + NaHCO 3 = S + Na 2CO + H 2 。同时，由于气（空气）液相的相对剧烈运动，使析出的单质硫相互凝 聚，并随上升气流浮出， 离开循环脱硫液，从而使脱硫液双重新具有 吸收 HzS 的能力。催化原理：在脱硫过程中 PDS-600 催化剂最本质的作用是将气体或液体中 的氧迅速地结合在催化剂分子上，同时又迅速地促使结合的氧与液体 中的硫氢化钠反应，使化合态的硫转化成单质硫。 由于催化剂的这一作用，大大降低了化学反应的活化能， 从而极大地加快了化学反应速度。脱硫效率高：本工艺采用以纯碱为碱源的 PDS-600 脱硫方法，可将煤气是的 HzS 脱除至100mg/m i

17、 以下，脱除率大于 97% PDS- 600 脱硫工艺再生过程中生成的硫泡沫采用连续熔硫专利技术实现硫磺的回收。 煤气脱硫装置将 HzS 转化成副产品硫磺，既满足了环保要求，又可用做生产硫 酸的原料。脱硫及再生速度快该催化剂不仅对脱硫过程与再生过程均有催化作用，而且可以比 传统的 ADA 栲胶、 KCA 等催化剂快1000 倍以上的速率将液相中的硫氢酸根氧化成硫氢酸根氧化成单质硫， 从而使液相中的硫化氢对气相的分压值大幅下降，进而大幅度增加煤气中的 H 2S 溶解于液相中的速率，实现其高效脱除煤气中硫化氢的目的， 同时，该催化剂对脱硫液所接触的设备、管道均具有明显的缓腐蚀作用。脱硫塔采用新型的

18、聚丙烯格栅填料，格栅填料板片之间距离较大，空隙高，气体和固体有固定的走向，板间通道分布均匀，板间距 的设计底部板间距离较大，随着气流的上升，板间距逐渐减小。下塔底部气体进口 HzS 浓度高，吸收推动力大，板间距大，析出硫泡沫多， 塔不易堵塞；气体出口 HzS 浓度低，吸收推动力小，板间距小，传质 面积大，传质效率高，保证了气体净化的同时，塔阻力较小，析出硫专业知识编辑整理以设计较高的泡沫多，塔不易堵塞。格栅填料不易持液，允许较昌的液泛速度，可空塔气速， 同样生产能力的条件下， 设备尺寸较小，节 省投资。采用目前最先进的连续熔硫专利技术。变换装置的特点采用技术成熟的全低温变换工艺流程， 依据变换

19、工艺参数的 要求，设置四段变换，出口 CO 的指标控制在0.8% 以下，该工艺流程具有工艺设备体积小、 CO 变换率高、蒸汽消耗量低等优点。在循环热水回路的最佳位置排污和加入软水饱和塔出来的热水在整个热水循环回路中温度最低，总固体含量 最高，热水循环回路的排污由此引出， 可减少系统热损失，同时降低循环水的固体杂质，有利于减少设备腐蚀和保护触媒。 饱和塔消耗的软水由软水总管分流下来， 加入到饱和塔热水出口管的排污管接口之 后进入热水塔的热水管上， 可降低热水塔的入口水温， 从而有效地提高了热水塔的热回收效果。采用两级循环水热量回收流程，有效地降低了蒸汽的消耗循环热水从热水塔开始，依次经过一水加、

20、调温水加逐级提高水 温，回收 CO 变换反应热量，最后卷入饱和塔转化为 CO 变换所需要的 蒸汽。工艺计算表明，该流程饱和塔出口的汽气比R值达到0.18左右，占总汽气比的 31.6% ，从而有效地降低了 CO 变换所需的工艺蒸 汽用量。采用增湿器段间喷化水冷激，降低一段、二段出口变换气的 温度，进一步降低蒸汽消耗。 通过喷水冷激回收的蒸汽其汽气比达到 0.26 左右，占总汽气比的，每小时减少蒸汽9 吨左右，大大降低了外供蒸汽的用量，外供蒸汽其汽气比仅为 0.13 左右，占总汽气比的 22.8% 。油分离炉过滤工艺很好地保护了 CO 变换触媒更换 CO 变换触媒不仅耗用购买触媒的资金，更重要的是

21、耽误装置 的生产时间，所以保护好触媒，使触媒长期处于高活性状态， 延长触媒使用寿命具有巨大的经济效益。 本装置中采用油分离炉过滤工艺彻底清除了从煤气和蒸汽带进触媒层的各种盐类、 胶体和固体微粒对触媒表面活性中心的污染与覆盖， 能够十分有力的保证触媒长期保持最佳的催化活性，这是直接从氮肥厂引进的 co 变换触媒最佳保护工艺。为提高装置操作的可靠性，确保装置长周期安全运行，宜选 用成熟可靠的抗 毒、耐硫低变催化剂。变脱、精脱装置的特点变换后的流程增加了变脱、干法脱硫装置，装置出口变脱气中H 2S降至0.1ppm 以下，脱碳放空气中的H2s远低于国家排放标准，利于环保。变脱工序在传统工艺流程的基础上

22、增加了闪蒸装置，一方面回收 了溶解在脱硫液里面的有效气体（ CO 和 “），“的产率可提高 0.5% ，降低了制氢成本；另一方面降低了氧化再生槽顶部解析气中的可燃有 毒介质的浓度，改善了操作环境，利于装置的安全运行。变压吸附装置的特点采用 PSA 净化技术，简化了制氢装置流程，提高了氢气的质量， 降低了装置的 能耗。本装置采用 10 2 5VPSA 工艺流程，即：装置的 10 个吸附塔 中有两个吸附塔始终处于同时进料吸附的状态。 其吸附和再生工艺过程由吸附、连续5 次均压降压、逆放、抽真空、连续 5 次均压升压和产品气升压等步骤组成。本方案较传统流程多一次均压过程，可更有效地回收产品氢气，提高

23、了产品氢回收率（可达98% ）。变压吸附工艺过程采用 DCS 控制系统，具有运转平稳、操作可 靠的特点。并且具有在事故状态下， 能自动或手动由十床操作切换到 九、八、七、六、五床操作 的功能。PSA程序控制阀是变压吸附装置的关键设备。本装置选用华西公司的专利产品一一气动程控阀， 该阀具有体积小，重量轻，运行准确、 平稳， 开关速度快 （小于 2 秒） ， 开启速度可调、 阀门密封性能好（ ANSI 六级） ，寿命长（ 100 万次），自带阀位显示等特点。造气脱硫循环水装置的特点流程设计特点：由于造气循环水与脱硫循环水水质不同， 造气及脱硫循环水分开设置， 自成体系；每套系统实现闭路循环，满足了

24、环保要求，同时减 小了全厂污水处理系统的负担。造气循环水与脱硫循环水均设置了加药装置，消除水中的各种杂质，并适当补水，以满足对水质的基本要求。主要设备冷却塔设计中选用 WGP 无填料喷雾冷却塔，该种类型的冷却塔采用分散冷却理论，即在大幅降低塔系统阻力、 提高风量的情况下，将水在较低的压力下喷射成雾状，与轴流风机抽吸的冷风在极大的表面下进行 充分（较长时间）的热交换，极大地提高了冷却塔的冷却能力。因 WGPL 无填料喷雾冷却塔无填料的存在，不存在填料堵塞情况，塔体载荷大大减小，如采用混凝土结构，则不需更多支撑梁，可节约土建投资。斜管澄清器造气循环水处理系统采用的固液分离设备选用组合式斜管澄清 器

25、，该设备主要运用浅池沉淀理论， 利用斜板间距，迅速缩短沉淀时间，达到快速固液分离的效果。主要特点表现为以下几个方面：采用组合设计，利于灵活分布，合理利用土地。可灵活设计设备备用率，启、停、检修方便。现计算机程序配置气力提升装置，取代传统的泥浆泵，操作维护简单，可实控制。比传统的辐射式沉淀池出泥泥浆浓度大，可节省浓缩面积。第二章工艺原理及生产流程简述煤储运工序任务：为制气工序输送合格的原料煤。工艺流程：当造气炉上部的煤仓需要上煤时，由电动抓斗桥式起重机将煤卸 入下煤斗，经往复式给煤机、 1#带式输送机、 2# 带式输送机、 3# 带式 输送机输送至筛分楼。 在筛分楼内，经振动筛筛分，合格料( 1

26、3mm 直接进入 4# 带式输送机，不合格料(v13mm 进入粉煤贮斗，由转运 车送至三废炉作为燃料用煤。进入4# 带式输送机的合格块煤，通过计量皮带机计量后送入5# 带式输送机， 5# 带式输送机通过卸料车送 入造气炉上部的煤仓，保证输煤系统的正常运行。造气工序任务与工艺原理：任务： 采用固定层间歇式常压气化法，以块煤为原料，在高 温下，交替与空气和过热蒸汽进行气化反应， 制得合格的水煤气供后工序连续生产的需要。工艺原理采用空气和过热蒸汽交替与灼热的炭层进行反应， 以制得合格的水煤气，同时保持了炉子的自热平衡，使生产得以连续进行。用空气吹风蓄热时，发生下列反应：C + O 2 = CQ +Q

27、 (1)2C + O 2 = 2CO +Q (.2.).2CO + O 2 = 2CO 2 +CO + C = 2CO-Q(4)吹风的目的是为了提高炉温，高，增加了二氧化碳的还原反应，所以，生产中用提高空气流速，二氧化碳还原反应的进行。用蒸汽制气时，发生下列反应：在反应过程中，由于炉温的逐渐提见反应式 (4) ，对主反应进行不利。采用强风短吹来缩短接触时间， 抑制C + H 2O = CO + H 2-Q (.5.).-QC + 2H 2O = CO 2 + 2H 2(6)C + CO 2 = 2CO-QCO + H 2O = CO 2 + H 2 +Q (8)C + 2H 2 = CH 4

28、+Q (.9.).以蒸汽为气化剂的目的是为了得到氢气和一氧化碳。 因此， 就必 须提高反应温度，并增加反应接触时间，使二氧化碳充分还原成一氧化碳，以提高有效气体成分。煤气发生炉原料层的区分和各层次的作用煤气发生炉内燃料层自上而下可分为干燥层、干馏层、还原层、 氧化层、灰渣层五个区域。其中氧化层和还原层是煤气炉气化反应的 主要原料层，常称为气化层，是工艺操作的主要控制部位。干燥层加入的原料煤由于下层高温燃料和炉壁的辐射热以及下面的高温 气流的导热， 使煤的水份蒸发形成干燥。干馏层干燥层的下面温度高，在高温条件下煤发生分解，放出烃类气体(挥发份 ) ，煤的本身逐渐碳化。还原层空气是从下面进入炭层的

29、， 在还原层下面的氧化层已含有各种气体成分， 并积蓄了大量的热量，而在这个区层更主要的是进行CO 的还原反应以及水蒸汽的分解。氧化层 从下在来的空气与碳反应， 生成碳的氧化物，因为氧化速度较快，其厚度比还原层厚，此反应为放热反应，热量被积蓄在炭层中。灰渣层氧化层的下面全部都是灰渣层， 没有化学反应发生， 起着预热和 均匀分布自炉底 进入的气化剂及保护炉算的作用。工艺流程简述风空气阀、 吹风固定床间歇气化工艺是在计算机程序控制下通过周期性的开关吹烟囱阀、上行和下行蒸汽阀、化的目的。 ? 其 ?主要工上行和下行煤气阀来实现工艺过程切换，？达到煤气? 艺 ? 过程 ? 分为阶段和蒸汽制气两个阶段组成

30、。但? 吹风蓄热为了节约原料，保证水煤气质量， 正常操作和安全生产， 还必须包括一些辅助阶段，故制造水煤气工作循环由六个阶段组成：吹风阶段由于煤的气化是吸热反应， 所以煤制气的第一过程是将煤加热到 能够进行气化反应的温度以上。 具体工艺过程是将空气 （通常称为吹风空气）通过离心鼓风机升压到 25kPa 左右，经过空气管路从炉底加 入炉内，空气经过炉篦的分布作用自下而上穿过灰渣层进入氧化层， 空气中的氧气与氧化层中的碳元素迅速反应生成 CQ, 同时放出大量的热量将炭层和氮气加热到 1000 C 以上。气体在向上流动中又先后将热量带到还原层、 干馏层和干燥层。 将热量传给炉内炭层后， 气体 （此后

31、称为吹风气）温度降到 250 ? 300 C 左右离开炭层，在炉内上部 空间分离出大的尘粒后，从煤气炉上部出口经上行煤气管道进入旋风 除尘器，在离心力的作用下分离出90% 以上的粉尘后，送吹风气余热回收锅炉与VPSA 解析气一起进行二次燃烧，产生的热量生产蒸汽， 燃烧烟气经布袋除尘后送动力站脱硫系统。 在制水煤气条件下吹风时间通常占间歇制气循环周期的 25% 左右。在吹内阶段结束时，工艺要 求气化层温度要提高到气化用煤的 T2 即软化点温度，固定床气化炉进入制气阶段。蒸汽吹净阶段：通过计算机程序控制操作油压系统关闭入炉空气的吹风阀， 同时 打开上吹蒸汽阀和吹风气回收阀（或烟囱阀） ，这样由造气

32、夹套锅炉和热管锅炉备产的饱和蒸汽通过热管锅炉的过热段过热到220 C左右，与吹风气余热回收工序三废混燃炉产生的过热蒸汽混合、缓冲后，由炉底进入煤气炉将炉内及管道内的残余吹风气吹出， 送三废炉燃烧或由烟囱直接放空（在三废炉故障条件下） ，以免这部分吹风气在下一阶段混入水煤气系统，以保证水煤气质量。一次上吹制气阶段：一次上吹制气阶段已经在蒸汽吹净阶段后， 上吹蒸汽阀继续保持打开， 同时关闭吹风气回收阀（或烟囱阀） ，打开上行煤气阀。蒸汽通过炉篦和灰渣层进入气化层， 同时蒸汽温度也上升到与炭层相同的温度时，水蒸汽与炽热的碳元素进行水煤气反应： fQ+C= CQ+ 乩生成的水煤气从煤气炉上部的上行煤气

33、总管出来经旋风分离器除去粉 尘后，进入蒸汽过热器和热管式显热回收器移出热量，将温度降至WORD完美格式135 C左右送洗气塔，煤气进入洗气塔后与塔顶喷淋下来的冷却水逆流接触，在洗掉煤气中的粉尘的同时将煤气温度降到常温后经管道进入气柜，这是主要的制气阶段。由于蒸汽与炭层的水煤气反应的进行和气流上升的移热作用，下部气化层温度逐渐下降，上部气化层、干 储层、干燥层温度不断上升，致使出炉煤气温度也将大副上升而带出 大量的热量。为减少煤气带出的热量，制气工艺转入后面的下吹制气阶段。234下吹制气阶段：下吹制气阶段关闭上吹蒸汽阀和上行煤气阀，同时打开下吹蒸汽阀和下行煤气阀，过热蒸汽从炉子上部入炉，在气化层

34、生成的水煤气从煤气下部出来，下行煤气经下行除尘器除去粉尘后经热管式显热回收器回收热量后，经洗气塔除尘降温后进入气柜。下吹制气阶段实际上就是利用上部料层积蓄的热量制气，以稳定气化层的位置，避免火层上移，使气化均匀。通过上行和下行两个过程的制气，气化层温度已降到700 C左右，水煤气反应速率也大为降低，制气工艺转入二次上吹阶段。二次上吹制气阶段：二次上吹工艺过程的作用是通过炉底蒸汽在一个周期内第二次上吹，吹净炉底的煤气，以免在工艺转入吹风阶段时，空气在炉底与水煤气相遇产生爆炸。二次上吹的时间很短，通常只有一个循环周期的 6%左右。空气吹净阶段：关闭上、下吹蒸汽阀及下行煤气阀，打开空气吹风阀及上行煤

35、气阀，空气从炉底进入炉内，将炉内及管道内残存的煤气吹入水煤气系 统，以免水煤气随吹风气一起 损失掉。主要设备位号设备名称规格型号数量K-31201A/B/C 3F-31201A ? 19S-31203A ? 19S-31202A ? 19S-31201/042E-31201/2空气鼓风机煤气发生炉旋风集尘器下行集尘器总管集尘器余热锅炉式）D600 28鼓风机 2800 H = 9530 2400 X 9800 1600 X 4300 1800 X 2000 2600 X 14230 （热管过热段1000 X2500 F =450m 2800m 2C-31201/2 =96只喷头2V- 3120

36、1 ? 5/V -31212 =3.4m 39V-31206/16 4.5m 32V- 31224洗气塔? 15 夹套汽包高位汽包气柜322591C-31203/4气柜进/出口洗气塔4+1 = 49 只喷头 2S-31205/6静电除焦器饱和段1000 X3500 F = 3400 X 14900，共 12X 1400 X2927 V 1600X3200 V = 2800 X 13800，共 12X 6000X 12000 立式3吹风气回收工序任务利用吹风气、炉渣、粉煤和提氢解析气燃烧所放出的热量，供余 热锅炉产生蒸汽 供外工序使用。工作原理三废混燃炉以造气炉渣和粉煤的混合物（或粉煤）为点火源

37、，回收造气吹风气、变压吸附提氢解析气进行燃烧，燃烧所放出的热量供余热锅炉产生蒸汽。因炉内始终有明火，燃烧温度高且有2%的氧过剩，故而不具备爆炸条件，使本工序得以长周期安全运行。工艺流程简述采用三废混燃炉装置，以造气炉渣或煤为点火源。来自VPSA氢提纯装置的排放解析气，经过水封稳压和分液后进入燃烧器中，与经过空气预热器预热后的空气混合燃烧，同时在高温下点燃高温吹风气中的可燃部分。与此同时造气炉生产的炉渣经破碎机破碎后与煤储运装置筛选下来的粉煤按一定的比例进行混合，通过皮带输送机、斗式提升机及螺旋输煤机将混合料输送到三废炉中充分燃烧。经过燃烧后生成的960 C左右高温烟气去蒸汽过热器，与余热锅炉产

38、生的饱和蒸汽进行初步换热，使蒸汽过热，过热后的蒸汽送造气和变换工序，换热后的高温烟气则送余热锅炉生产2.5MPa的蒸汽，然后依次送锅炉给水预热器预热锅炉给水，送空气预热器使空气预热。经过空气预热器后的烟气温度已降至160 C左右，最后进入布袋除尘器将烟气中的含尘浓度降至50mg/Nri i以下，由引风机送动力站脱硫后统一达标排放。3.4主要设备位 号数量V-313011V-313021设备名自动水封安全水封水封 500X 3200 2400 X5180 2600 X 4500V-313031三废混燃炉 6520 X10X 20000蒸汽过热器11111E-31302E-31303E-31304

39、S-31302余热锅炉省煤器空气预热器组合式除尘器K-31301A/B 2K-31302A/B2K-31303A/B 2V-31314A/B 高）S-3130111400 X 7240 X 19230器醐3VB3次风机次风机引风机除氧器气水分离器布袋除尘器1多级锅炉给水泵=40吨/小时，P= 2.5MPa=40吨/小时，P= 2.5MPa=42吨/小时，P= 2.5MPa空气温度：30120 C 5520 X10X 198009 268D9 1916DJLY75S30 23D7600 X5300 （总长X总 2400 X5180JDMC340- 2 X4,DG 46 50 X 7P-31302

40、A/B24水煤气脱硫工序任务本工序的任务是脱除水煤气中的硫化氢，使其含量不超过150mg/Nm ，并做好脱硫液的再生和硫的回收工作。工作原理421 脱硫原理H2S + Na 2CO = NaHS + NaHCQ水煤气中的硫化氢与脱硫贫液接触后，被脱硫贫液溶解吸收。4.2.2 再生原理NaHS + NaHCO = S + Na 2CQ + H 2O硫化氢在溶液中产生离解，成为硫氢根离子，硫氢根离子在催化 剂的作用下被氧化剂氧化， 使单质硫从溶液中析出并分离出来， 从而 使脱硫液获得再生，得以循环使用。工艺流程简述水煤气流程来自气柜的水煤气经过电捕焦油器（静电除焦器） ，除去焦油后，经罗茨鼓风机将

41、其升压后进入冷却塔，被冷却至30? 35C。然后水煤气从 1# 脱硫塔下部进入脱硫塔， 与塔顶喷淋在填料表面的脱硫液逆流接触， 水煤气中的 HzS 被脱硫液吸收。脱除H2S 的水煤气经塔顶出 来后，再进入2#脱硫塔进一步脱除水煤气中的H2S 后，依次去清洗塔、静电除焦器后，去水煤气压缩工序。脱硫液流程吸收了 HzS 的脱硫液从塔底流出来，通过富液泵将其送入自吸式 空气喷射再生器，同时利用自动吸入的空气对脱硫液进行再生， 空气随脱硫富液从喷射器尾管出来，自下而上与脱硫富液再次逆流接触， 使溶液中的硫化物、硫氢化物氧化为单质硫， 并被上行的空气带到再生槽上部液面形成硫泡沫， 被氧化再生后的溶液 （

42、脱硫贫液）从再生槽底部，利用静压差流入贫液槽， 经贫液泵抽出再打入脱硫塔循环使用。脱硫富液氧化再生过程中产生的硫磺泡沫， 利用位差从再生槽溢流堰自动流入硫泡沫槽， 硫泡沫经泡沫泵送入熔硫装置。 在得到硫磺产品的同时，分离出来的脱硫液，回流到脱硫液中，以减少脱硫剂（纯碱）和催化剂的损失并维持脱硫系统的水平衡。 系统损耗的脱硫液由地下槽通过离心泵补充到氧化再生槽和贫液槽。主要设备位号设备名称数量（台）规格技术性K-31401A ? C 罗茨风机3ZR7 580AQ=495.5m/min P=49kPa 3K-31402硫化用罗茨机RRG 350Q=185.7m i/min P=39.2kPa1专业

43、知识编辑整理P-31401A ? E 富液泵H=50m5P-31402A ? E 贫液泵H=50m5C-31401A/B 冷却塔73 只 Q=3.5m3/h 2C-31402A/B 第一脱硫塔 填料，6X 2= 12m2IJ200-150-400Q=400IJ200-150-450Q=4003/h2800 X212507层喷头，共3800 X 29365聚丙烯格栅C-31403A/B第二脱硫塔填料，6X 3= 18m2C-31404A/B 清洗塔73 只 Q=3.5m3/h2 3800 X 38865聚丙烯格栅V-31402A/B 只空气喷射器V-31403A/B1oomV-31401A/B1

44、35mV-31407ACX-31402A/B氧化再生槽2贫液槽2带压富液槽2连续熔硫釜电除焦器2800 X241407 层喷头，共6800/ 8400 X 8830配置 24 5000 X5576V= 5000 X7450V= 1000/ 1100 X 3657 6000 X 12000电场5水煤气压缩工序任务将脱硫工序来的水煤气加压到1.7MPa,送变换工序。工艺流程简述脱硫工序来的水煤气经I级吸气缓冲分离器后，进入压缩机I级缸，被压缩后出来，依次经I级排气缓冲器、I级冷却器、口级吸气 缓冲分离器进入压缩机口级缸。同样，在经过三次压缩后，经川级分离器后，送入变换工序。压缩机一、三级压缩后有返

45、回一级入口的近路管，并且每一级压缩后都装有安全阀，以保护压缩机的安全运行。压缩在正常运行时的注意点压缩机属带压运转部件，一有异常，应及时诊断，迅速处理，以免引起重大事故，酿成重大损失。防超压：各级压力应控制在工艺指标范围内。防超温：如各级气体温度过高，会使气缸内润滑油焦化，结死气缸、气阀、损坏气缸及排气阀，故应防范缸套断水。成爆炸性气体，应(3)防负压：一进压力过低抽负压，会使空气吸入煤气系统，形严加防范，一旦发现，应紧急停车。（ 4 ）防断油：气缸、滑道一旦断油，会引起活塞断裂，滑道拉毛。故生产中，严禁断油运转。（ 5 ）防带液：各级缓冲器、油水分离器及一进油水分离器若不及时排污，会使液体带

46、入压缩机气缸， 形成“液击”现象，损坏压缩机。一旦发生应及时处理，防止事故。（ 6 ）电机防超载：压差太大或各级压力超标，会引起压缩机电流 超标，烧坏电机。一旦发现电机超温发烫，应及时降压，或打部分回 路，防止故事发生。6 全低温变换工序任务来自压缩工序半水煤气中的一氧化碳，在高温、加压条件下，借 助于催化剂的催化作用，与水蒸汽进行变换反应，生成二氧化碳和氢 气，制得合格的变换气。系统中设有若干换热设备， 以合理利用反应热和充分回收余热，降低能耗。工作原理变换的主要反应是在催化剂存在与一定温度条件下， 气体中的一氧化碳与水蒸汽发生反应，生成氢气和二氧化碳，反应方程式如下：催化剂CO + H 2

47、O= = = CO + H 2 + Q （热量）该反应是一个可逆的放热反应，在催化剂的条件下，过量的水蒸 汽和适当低的温度（必须满足催化剂活性温度要求） 交有利于将更多的 CC 转化成耳。但多耗蒸汽会增加生产成本，因此，需考虑催化剂最佳活性温度、最高耐受温度、 CO 变换率、蒸汽消耗等多种因素，才能确定出最经济合理的流程。工艺流程简述气体流程：自水煤气压缩机来的水煤气经煤气冷却器冷却,初步除去水煤气中夹带的油水，再进入油分离炉分离掉其中的微量油污、 胶体后进入饱和热水塔的上段（即饱和塔），在塔内自下而上与自上而下的循环 热水逆流接触，将热水中的热量转化为煤气中的饱和水蒸汽， 饱和后的煤气再添加

48、适量过热蒸汽消除饱和水煤气中夹带的雾状水汽， 然后进入热交换器与三段变换炉出口的变换气换热，温度升至 210 C 左右，再经过电加热器（仅在开工时使用）后进入一段变换炉，自上而 下在抗氧化剂和 催化剂的作用下脱除氧并发生变换反应，温度升到 373 C 左右出变换炉一段，进入第 一增湿器补充纯水和部分蒸汽后， 增加了蒸汽含量，同时一段变换气温度降低至200 C 左右，然后进入二段低变反应沪继续进行变换反应，即在回相催化剂作用下将CO 和水蒸汽反应生成 Hz和CO的过程，变换气温度升到 326 C左右；二段低变反应气再次经第二增湿器补充纯水和部分蒸汽后，同理增加了蒸WORD完美格式汽含量，同时变换

49、气温度降低至 200 C左右，再进入三段低变反应炉 继续变换反应, 三段出口的变换反应气进入热交换器预热一段入口的水煤气，然后再进入调温水加热器预热热水塔出口的循环热水，使本身温度降低至185 C左右后再进入四段低变反应炉继续变换反应，出四段变换反应炉的变换气依次经过一水加热器、饱和热水塔下段（即热水塔）、脱盐水预热器、变换气水冷却器将变换气温度降至40 C左右并分离出其中的水份，然后进入后续的变脱工序。 632蒸汽流程由蒸汽总管来的过热蒸汽（2.OMPa,250 C）经蒸汽汽水分离器分离出冷凝水, 一部分加入混合器与进变换炉的水煤气混合补充反应需要的蒸汽，一部分加入到变换炉段间补充反应需要的

50、蒸汽，蒸汽随煤气进入变换炉作为CO变换反应物参与其变换反应。 6.3.3热水流程循环热水在热水塔内自上而下与变换气逆流接触，将变换气中的热量吸收到热水中。循环热水泵将热水从热水塔抽出加压后，先后经过一水加热器和调温水加热器将CO变换反应的反应热逐一回收到循环热水之中后，经过饱和塔顶部喷淋器将热水喷到填料表面，热水流到饱和塔底部温度降至92 C左右，补充软水后经液封槽进入热水塔又开始新一轮回收反应热的循环。饱和塔底的排污水送油分离炉下端洗涤煤气后排放（送造气循环水系统循环利用）。主要设备位号设备名称规格及其附件材料数且MC-31601饱和热水塔DN2800 H = 36500上段饱和段，内装规整

51、填料4.5m321填料：不 锈钢1S-31601油分离炉下段啾%0W!50料7m上装除油齐L下装丝网除雾器Q345 R1S-31502蒸汽汽水分 离器DN1200 H =5450内装不锈钢鲍尔环填料X 3R 321 81V-31601混合器38 X 12600 X 6850,不锈钢鲍尔环填料 38 X38X 115CrM oR1V-31602增湿器2200 X 14150 （一段）鲍尔环填料 38 X38X 13211E-31605热交换器 1400 X9100 , F=780m 2321/3041E31604A/B电加热器 （夕卜/内）1200 X 8405,直杆式电热管， 每根 10kw,

52、共 80 根，N=800kwQ345R2E-31602变换气水冷 器 1300 X 9050,F=480m 2321/3041E-31603一水加热器 1300 X9250,F=568m 23041E-31601煤气冷却器2 1000 X5850,F = 187mQ345R/201E-31607调温水加热 器 900 X 5200,F=100m 2321/3041E-31606脱盐水预热 器 1300/ 1800 X13250,F=383m 2321/3041P-31601a/b循环热水泵IH100R 65 250 流量 100 m3/ hH = 50m电机37kw2P-31602a/b冷激泵

53、DL12 25 X8 流量 12.5 m 3/ h H =200m电机18.5k2P-31603a/b补水泵DL12 25 X8 流量 12.5 m 3/ h H =200mw 电机18.5w2R-31601低变炉3600 X 27350,四段催化剂，自上而下触媒层高度：2300/1600/1900/300015CrMoR耐火 砖17变换气脱硫工序7.1变脱工序7.1.1任务水煤气在经过高温变换后，气体中原来含有的有机硫组分在催化剂的作用下转化为H2S,故而增设变脱工序，以脱除变换气中的H2s成份，为后工序制备合格的原料气。.2工作原理变换气中的硫化氢与脱硫贫液接触后，被脱硫贫液溶解吸收。硫化

54、氢在溶液中产生离解，成为硫氢根离子，硫氢根离子在催化剂的作 用下被氧化剂氧化，使单质 硫从溶液中析出并分离出来，从而使脱硫 液获得再生，得以循环使用。.3工艺流程简述来自变换工序的变换气先经塔前分离器分离油水后进入变脱塔与喷淋而下的脱硫液逆流接触，变换气中的HS被脱硫液吸收后从塔顶引出经塔后分离器分离脱硫液后，送往干法脱硫塔（精脱工序）脱硫。吸收了 H2s的富液从塔底排出，经液位调节阀调节减压至 0.45MPa后送入闪蒸 槽，闪蒸汽送入压缩一入进口回收利用，0.45MPa的脱硫富液带压进入氧化再生槽，与同时从槽顶喷射器中吸入的空气自上而下并流氧化再生，由氧化再生槽上部引出的贫液经液位调节器后进

55、入贫液槽，由变脱泵打入变脱塔循环使用。再生过程中生成的硫磺颗粒被吸入的空气浮悬于槽顶扩大部分，溢流至硫泡沫槽，由硫泡沫泵送往熔硫釜回收硫磺（熔硫釜与水煤气脱硫工序共用）。系统损耗的脱硫液由溶液制备槽通过离心泵补充到贫液槽。.4主要设备位号能P-31701A ? CH=215mC-31701 50 X50 XC-31702 50 X50 XS-3170118.5m 3V-31701填料50 X 50V-31704A/B只空气喷射器V-31702A/B2V-31705S-31702设备名称 数量变脱贫液泵3第一变脱塔,6X 2= 12m第二变脱塔,6X 3= 18m塔前分离器1闪蒸槽X1.5，高度

56、 2m氧化再生槽2贫液槽硫泡沫槽塔后分离器规格技术性（台）DF280-43 X 53600 X 291651 3600 X 386651 2200X5950 2000 X 10841Q=280m聚丙烯鲍尔环填料聚丙烯鲍尔环填料X 16聚丙烯鲍尔环1 6000/ 7400 X8100配置184500 X 5576 3000 X 46502200 X 5950=8om=28m7.2干法精脱硫任务取合格的原料脱除变脱气中的硫化物（有机硫和无机硫）成份，为后续工序制722工作原理利用硫化物与脱硫剂Fe2Q反应的原理除去变脱气中的硫化物Fe?C3 + H 2S = Fe 2s3 + H 2QFe2Q +

57、 3H 2s = 2FeS + 3 出 0 + S 7.2.3工艺流程自变脱工段来的含有机硫的变脱气进入油水分离器分离油水后，进入干法脱硫塔中脱硫，塔顶出口的气体经分离器分离油水后送往变压吸附工序。随着运行时间延长，脱硫剂吸收的硫越来越多， 脱硫剂 的含硫量增加较快。当一个塔的出口气体含硫量与进口接近时， 表示 该塔脱硫剂已达饱和，应将其与系统断开，需更换脱硫剂。7.2.4主要设备位号 设备名称 数量（台）S-31703精脱入口油分1C-31703 1# 精脱硫塔4.8 X 2= 9.6m （77.2m 3） 1规格 2200 X 6700 3200 X 19400 3200 X 19400技

58、术性能=19.5m 3Fe 2QFe 2Q干脱,干脱,C-31704 2# 精脱硫塔4.8 X 2= 9.6m （77.2m 3） 1 8 变压吸附工序脱碳流程（VPSA任务本岗位的任务是采用（PSA技术将变换来变换气中CQ等杂质脱除，控制合理 的循环时间、真空度及气量，降低气耗、电耗，脱除二 氧化碳，制备合格的产品气。 8.1.2工作原理采用PSA工艺，利用吸附剂对气体中各组分的吸附容量随着压力的变化而呈现差异的特性，在吸附剂选择吸附的条件下，加压吸附除去CQ、N、CH、CQ等杂质组份，减压脱附这些杂质，使吸附剂得到 再生，循环操 作，达到连续制取产品气的目的。工艺流程简述VPSA兑碳装置总

59、共由10台吸附塔组成，其中2台总是处于吸附 状态，吸附塔 的工作过程包括吸附、均压、逆放、真空、升压等过程，具体描述如下：吸附过程：变换原料气（精脱气）变换工序来，然后再自塔底进入10台吸附塔中正处于吸附状态的吸附塔（同时有2台处于吸附状态）内。在多种专用吸附剂的选择吸附下，其中的N2、CH、CQ、CQ被吸附下来，未被吸附的H?等作为最终产品从塔顶流出去后工序，专业知识编辑整理WORD完美格式变换气脱碳控制CO含量小于3%变换气脱碳后经压力调节系统稳压后去CPSA氢 提纯工序。当被吸附杂质的传质区前沿（称为吸附前沿）到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附

60、床开始转入再生过程。均压降压过程：这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高的压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程， 更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括5次均压降压过程，以保证氢气的充分回收。逆放过程：这是在均压降压过程结束后，逆着吸附方向进行减压， 使被吸附的杂质减压解吸出来的过程。真空过程：这是在逆放过程结束后，逆着吸附方向对吸附塔抽真空，进一步降低压力，使被吸附的杂质完全解析出来的过程。均压升压过程：在真空再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力的氢气对该吸附塔进行升压的过程。这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它